一种深冷分离提纯H2、CO并联产LNG的装置及方法与流程

制冷或冷却;气体的液化或固化装置的制造及其应用技术一种深冷分离提纯h2、co并联产lng的装置及方法技术领域1.本发明属于煤气化合成气分离提纯技术领域，具体的说是一种深冷分离提纯h2、co并联产lng的装置及方法。背景技术：2.合成气（co和h2）是重要的基础化工原料，可用于合成乙二醇、醋酸、醋酐、光气、醋酸二甲酯、甲酸、丙酸、草酸和二甲基甲酰胺等。随着c1化工新技术的持续发展，合成工艺对co和h2 的纯度要求逐渐增加，合成气（co和h2）的获得大多是以煤为原料转化得到的，根据煤种的差异，通常煤气化经变换后含部分甲烷和氮气，而对于后续合成装置对这两种气体的要求也比较高，所以获得高纯度的co产品（98%以上），需将原料气中的氢气、氮气和甲烷脱除。co提纯分离方法主要有深冷分离法、物理吸收法、变压吸附法和膜分离法等，其中深冷分离法是利用气体沸点组成的差异通过低温精馏的方法实现气体的分离，与其它方法相比具有处理量大、分离效率高、运行成本低、占地面积小和投资少等优势，因此受到大量用户青睐。3.目前，co和h2深冷分离方法虽然将大部分h2和co分离开了，但是分离过程中脱甲烷塔底分离出的甲烷气中含有大量的co，不满足液化天然气产品的指标要求。同时，甲烷气送焚烧装置，甲烷气中有大量的co没有得到有效的利用，造成合成气分离co收率低，生产成本高。技术实现要素：4.为了克服现有技术的缺陷，本发明提供一种深冷分离提纯h2、co并联产lng的装置及方法，该方法能够将合成气中的h2、co、甲烷分离，h2和co送下游装置使用，提高了co的分离收率，同时生产出符合gb/t38753—2020要求的常规类液化天然气产品。5.为了实现上述目的，本发明的技术方案如下：一种深冷分离提纯h2、co并联产lng的装置，包括分子筛吸附装置、原料冷却器a、原料冷却器b、脱氢塔、脱氮塔、脱甲烷塔、甲烷精制塔、闪蒸器a、闪蒸器b、闪蒸器c、闪蒸器d、氢气闪蒸罐、脱氢塔塔顶分离器、脱氮塔塔顶冷凝器、脱氮塔塔顶分离器、脱甲烷塔塔顶冷凝器、脱甲烷塔塔顶分离器、甲烷精制塔塔顶冷凝器、甲烷精制塔塔顶分离器、循环氮气装置；所述分子筛吸附装置进口与合成气管道连通，分子筛吸附装置出口通过管道与原料冷却器a的第一进口连通，原料冷却器a的第一出口通过管道分为三支路分别与闪蒸器a的进口、闪蒸器c的进口、闪蒸器d的进口连通，闪蒸器a的出口、闪蒸器c的出口、闪蒸器d的出口均通过管道与闪蒸器b的进口连通，闪蒸器b的出口通过管道与原料冷却器b的第一进口连通，原料冷却器b的第一出口通过管道与氢气闪蒸罐的进口连通，氢气闪蒸罐的闪蒸气出口通过管道与原料冷却器b的第二进口连通，原料冷却器b的第二出口通过管道与原料冷却器a的第二进口连通，原料冷却器a的第二出口通过管道与氢气管道连通，氢气闪蒸罐的闪蒸液出口通过管道与脱氢塔顶端侧面的原料液进口连通，脱氢塔顶部的气相出口通过管道与原料冷却器b的第三进口连通，原料冷却器b的第三出口通过管道与脱氢塔塔顶分离器的进口连通，脱氢塔塔顶分离器的气相出口通过管道与原料冷却器a的第三进口连通，原料冷却器a的第三出口通过管道与回收气管道连通，脱氢塔塔釜液出口通过管道与脱氮塔中部进口连通，脱氮塔顶部的气相出口通过管道与脱氮塔塔顶冷凝器的进口连通，脱氮塔塔顶冷凝器的出口通过管道与脱氮塔塔顶分离器的进口连通，脱氮塔塔顶分离器的气相出口通过管道与原料冷却器a的第四进口，原料冷却器a的第四出口通过管道连接焚烧装置，脱氮塔塔顶分离器的液相出口通过管道与脱氮塔塔顶冷凝液进口连通，脱氮塔塔釜液出口通过管道连接至脱甲烷塔中部进口，脱甲烷塔顶气相出口通过管道与脱甲烷塔塔顶冷凝器进口连通，脱甲烷塔塔顶冷凝器出口通过管道与脱甲烷塔塔顶分离器进口连通，脱甲烷塔塔顶分离器气相出口通过管道与原料冷却器a的第五进口连通，原料冷却器a的第五出口通过管道与一氧化碳管道连通，脱甲烷塔塔顶分离器液相出口通过管道与脱甲烷塔顶部连通，脱甲烷塔塔釜液出口通过管道连接至甲烷浓缩器进口，甲烷浓缩器的气相出口通过管道连接至脱甲烷塔中部进口，甲烷浓缩器底部出口通过管道连接至甲烷精制塔中部进口，甲烷精制塔顶气相出口通过管道与甲烷精制塔塔顶冷凝器进口连通，甲烷精制塔塔顶冷凝器出口通过管道与甲烷精制塔塔顶分离器进口连通，甲烷精制塔塔顶分离器气相出口通过管道与原料冷却器a的第六进口连通，原料冷却器a的第六出口通过管道与一氧化碳管道连通，甲烷精制塔塔顶分离器的冷凝液出口通过管道连接至甲烷精制塔顶端，甲烷精制塔塔釜出口通过管道连接至lng储罐。6.进一步地，氢气闪蒸罐的闪蒸液出口与脱氢塔顶端侧面的原料液进口连通的管道上、脱氢塔塔釜液出口与脱氮塔中部进口连通的管道上、脱氮塔塔釜液出口与脱甲烷塔中部进口连接的管道上、甲烷浓缩器底部出口与甲烷精制塔中部进口连接的管道上均设置减压阀。7.进一步地，原料冷却器a、原料冷却器b、脱氮塔塔顶冷凝器、脱甲烷塔塔顶冷凝器、甲烷精制塔塔顶冷凝器的冷却通道均与循环氮气装置连通；所述脱氢塔塔顶分离器、脱氮塔塔顶分离器、脱甲烷塔塔顶分离器、甲烷精制塔塔顶分离器内均设置除雾装置。8.进一步地，原料冷却器a内的第一进口与第一出口相通、第二进口与第二出口相通、第三进口与第三出口相通、第四进口与第四出口相通、第五进口与第五出口相通；第六进口与第六出口相通；原料冷却器b内的第一进口与第一出口相通、第二进口与第二出口相通、第三进口与第三出口相通。9.一种深冷分离提纯h2、co并联产lng的方法，合成气从合成气管道进入分子筛吸附装置，在分子筛吸附装置中吸附脱除二氧化碳、甲醇后进入原料冷却器a，经原料冷却器a冷却降温后分为三支路分别进入闪蒸器a、闪蒸器c、闪蒸器d再次降温，经闪蒸器a、闪蒸器c、闪蒸器d降温后的合成气合为一路依次进入闪蒸器b降温、原料冷却器b降温，经原料冷却器b降温后进入氢气闪蒸罐中进行气液分离，富氢气从氢气闪蒸罐顶部流出进入原料冷却器b换热后进入原料冷却器a复热，富氢气经原料冷却器a复热后进入氢气管道送下游装置；氢气闪蒸罐内的冷凝液减压后从脱氢塔顶部进入脱氢塔内，在脱氢塔顶得到的富氢气b经原料冷却器b降温后进入脱氢塔塔顶分离器进行气液分离，富氢气b从脱氢塔塔顶分离器流出进入原料冷却器a复热后送回收气管道进行回收利用，脱氢塔塔顶分离器中的冷凝液回流脱甲烷塔；7-甲烷精制塔；8-闪蒸器a；9-闪蒸器b；10-闪蒸器c；11-闪蒸器d；12-氢气闪蒸罐；13-甲烷浓缩器；14-脱氢塔塔顶分离器；15-脱氮塔塔顶冷凝器；16-脱氮塔塔顶分离器；17-脱甲烷塔塔顶冷凝器；18-脱甲烷塔塔顶分离器；19-甲烷精制塔塔顶冷凝器；20-甲烷精制塔塔顶分离器；21-lng储罐。具体实施方式17.实施例1分子筛吸附装置1、原料冷却器a2、原料冷却器b3、脱氢塔4、脱氮塔5、脱甲烷塔6、甲烷精制塔7、闪蒸器a8、闪蒸器b9、闪蒸器c10、闪蒸器d11、氢气闪蒸罐12、脱氢塔塔顶分离器14、脱氮塔塔顶冷凝器15、脱氮塔塔顶分离器16、脱甲烷塔塔顶冷凝器17、脱甲烷塔塔顶分离器18、甲烷精制塔塔顶冷凝器19、甲烷精制塔塔顶分离器20、循环氮气装置；所述分子筛吸附装置1进口与合成气管道连通，分子筛吸附装置1出口通过管道与原料冷却器a2的第一进口连通，原料冷却器a2的第一出口通过管道分为三支路分别与闪蒸器a8的进口、闪蒸器c10的进口、闪蒸器d11的进口连通，闪蒸器a8的出口、闪蒸器c10的出口、闪蒸器d11的出口均通过管道与闪蒸器b9的进口连通，闪蒸器b9的出口通过管道与原料冷却器b3的第一进口连通，原料冷却器b3的第一出口通过管道与氢气闪蒸罐12的进口连通，氢气闪蒸罐12的闪蒸气出口通过管道与原料冷却器b3的第二进口连通，原料冷却器b3的第二出口通过管道与原料冷却器a2的第二进口连通，原料冷却器a2的第二出口通过管道与氢气管道连通，氢气闪蒸罐12的闪蒸液出口通过管道与脱氢塔4顶端侧面的原料液进口连通，脱氢塔4顶部的气相出口通过管道与原料冷却器b3的第三进口连通，原料冷却器b3的第三出口通过管道与脱氢塔塔顶分离器14的进口连通，脱氢塔塔顶分离器14的气相出口通过管道与原料冷却器a2的第三进口连通，原料冷却器a2的第三出口通过管道与回收气管道连通，脱氢塔4塔釜液出口通过管道与脱氮塔5中部进口连通，脱氮塔5顶部的气相出口通过管道与脱氮塔塔顶冷凝器15的进口连通，脱氮塔塔顶冷凝器15的出口通过管道与脱氮塔塔顶分离器16的进口连通，脱氮塔塔顶分离器16的气相出口通过管道与原料冷却器a2的第四进口，原料冷却器a2的第四出口通过管道连接焚烧装置，脱氮塔塔顶分离器16的液相出口通过管道与脱氮塔5塔顶冷凝液进口连通，脱氮塔5塔釜液出口通过管道连接至脱甲烷塔6中部进口，脱甲烷塔6顶气相出口通过管道与脱甲烷塔塔顶冷凝器17进口连通，脱甲烷塔塔顶冷凝器17出口通过管道与脱甲烷塔塔顶分离器18进口连通，脱甲烷塔塔顶分离器18气相出口通过管道与原料冷却器a2的第五进口连通，原料冷却器a2的第五出口通过管道与一氧化碳管道连通，脱甲烷塔塔顶分离器18液相出口通过管道与脱甲烷塔6顶部连通，脱甲烷塔6塔釜液出口通过管道连接至甲烷浓缩器13进口，甲烷浓缩器13的气相出口通过管道连接至脱甲烷塔6中部进口，甲烷浓缩器底部出口通过管道连接至甲烷精制塔7中部进口，甲烷浓缩器13的底部设置换热装置，甲烷精制塔7顶气相出口通过管道与甲烷精制塔塔顶冷凝器19进口连通，甲烷精制塔塔顶冷凝器19出口通过管道与甲烷精制塔塔顶分离器20进口连通，甲烷精制塔塔顶分离器20气相出口通过管道与原料冷却器a2的第六进口连通，原料冷却器a2的第六出口通过管道与一氧化碳管道连通，甲烷精制塔塔顶分离器20的冷凝液出口通过管道连接至甲烷精制塔7顶端，甲烷精制塔7塔釜出口通过管道连接至lng储罐21。18.所述氢气闪蒸罐12的闪蒸液出口与脱氢塔4顶端侧面的原料液进口连通的管道上、脱氢塔4塔釜液出口与脱氮塔5中部进口连通的管道上、脱氮塔5塔釜液出口与脱甲烷塔6中部进口连接的管道上、脱甲烷塔6塔釜液出口与甲烷精制塔7中部进口连接的管道上均设置减压阀。19.所述原料冷却器a2、原料冷却器b3、脱氮塔塔顶冷凝器15、脱甲烷塔塔顶冷凝器17、甲烷精制塔塔顶冷凝器19的冷却通道均与循环氮气装置连通；所述脱氢塔塔顶分离器14、脱氮塔塔顶分离器16、脱甲烷塔塔顶分离器18、甲烷精制塔塔顶分离器20内均设置除雾装置。20.所述原料冷却器a2内的第一进口与第一出口相通、第二进口与第二出口相通、第三进口与第三出口相通、第四进口与第四出口相通、第五进口与第五出口相通；第六进口与第六出口相通；原料冷却器b3内的第一进口与第一出口相通、第二进口与第二出口相通、第三进口与第三出口相通。21.一种深冷分离提纯h2、co并联产lng的方法，合成气从合成气管道进入分子筛吸附装置1，在分子筛吸附装置1中吸附脱除二氧化碳、甲醇后进入原料冷却器a2，经原料冷却器a2冷却降温后分为三支路分别进入闪蒸器a8、闪蒸器c10、闪蒸器d11再次降温，经闪蒸器a8、闪蒸器c10、闪蒸器d11降温后的合成气合为一路依次进入闪蒸器b9降温、原料冷却器b3降温，经原料冷却器b3降温后进入氢气闪蒸罐12中进行气液分离，富氢气从氢气闪蒸罐12顶部流出进入原料冷却器b3换热后进入原料冷却器a2复热，富氢气经原料冷却器a2复热后进入氢气管道送下游装置；氢气闪蒸罐12内的冷凝液减压后从脱氢塔4顶部进入脱氢塔4内，在脱氢塔4顶得到的富氢气b经原料冷却器b3降温后进入脱氢塔塔顶分离器14进行气液分离，富氢气b从脱氢塔塔顶分离器14流出进入原料冷却器a2复热后送回收气管道进行回收利用，脱氢塔塔顶分离器14中的冷凝液回流至脱氢塔4内；脱氢塔4塔釜液减压后进入脱氮塔5，脱氮塔5塔顶得到的气相经脱氮塔塔顶冷凝器15冷凝后进入脱氮塔塔顶分离器16进行气液分离，分离出的富氮气经原料冷却器a2复热后送焚烧装置，脱氮塔塔顶分离器16中的冷凝液返回脱氮塔5中；脱氮塔5塔釜液减压后进入脱甲烷塔6中，脱甲烷塔6顶部得到的气相经脱甲烷塔塔顶冷凝器17冷凝后进入脱甲烷塔塔顶分离器18，分离出的一氧化碳气体经原料冷却器a2复热后进入一氧化碳管道送下游装置，脱甲烷塔塔顶分离器18中的冷凝液回流至脱甲烷塔6中；脱甲烷塔6塔釜液进入甲烷浓缩器13，经甲烷浓缩器13浓缩后减压进入甲烷精制塔7中，甲烷精制塔7塔顶气相经甲烷精制塔塔顶冷凝器19冷凝后进入甲烷精制塔塔顶分离器20，甲烷精制塔塔顶分离器20中的气相经原料冷却器a2复热后送一氧化碳管道，甲烷精制塔塔顶分离器20中的冷凝液回流至甲烷精制塔7中，甲烷精制塔7塔釜得到产品lng进入lng储罐21。22.所述原料冷却器a2、原料冷却器b3、脱氮塔塔顶冷凝器15、脱甲烷塔塔顶冷凝器17、甲烷精制塔塔顶冷凝器19的冷量由循环氮气装置提供。23.利用合成气通过闪蒸器a8、闪蒸器b9、闪蒸器c10、闪蒸器d11分别为脱氢塔4、脱氮塔5、脱甲烷塔6、甲烷精制塔7的塔釜提供热源。24.合成气出原料冷却器a2的温度为-150℃，合成气出原料冷却器b3的温度为-185℃，脱氢塔4的系统压力为1.5mpa，脱氢塔4塔釜液温度为-175℃，脱氢塔4塔顶的富氢气b出原料冷却器b3温度为-185℃，脱氮塔5的系统压力为1.0mpa，脱氮塔5塔顶得到的气相出脱氮塔塔顶冷凝器15的温度为：-175℃，脱氮塔塔釜液的温度为：-170℃，脱甲烷塔6的系统压力为：0.6mpa，脱甲烷塔6顶部得到的气相出脱甲烷塔塔顶冷凝器17的温度为：-175℃，脱甲烷塔6塔釜液温度为：-170℃，甲烷精制塔7的系统压力为：0.15mpa，甲烷精制塔7塔顶气相出甲烷精制塔塔顶冷凝器19的温度为：-175℃，甲烷精制塔7塔釜液温度为：-155℃。25.富氢气b、富氢气、富氮气、一氧化碳气体、甲烷精制塔塔顶分离器20分离出的一氧化碳气体出原料冷却器a2的温度为：10℃~30℃。26.从氢气闪蒸罐12顶部流出富氢气中氢气的体积浓度为87%~90%，从脱氢塔塔顶分离器14流出富氢气b中氢气的体积浓度为87%~90%，从脱甲烷塔塔顶分离器18分离出的一氧化碳气体的体积浓度为98.0%~98.5%，甲烷精制塔塔顶分离器20分离出一氧化碳的体积浓度为98%~98.4%，甲烷精制塔7塔釜得到产品lng，对lng产品进行取样分析，lng中甲烷摩尔分数为86.1%~88.9%、c4+烷烃的摩尔分数为1.6%~1.8%、二氧化碳摩尔分数为0.01%、氮气摩尔分数为0.90%~0.97%、氧气摩尔分数为0.1%、总硫（以硫计）为15.11mg/m3~18.47mg/m3、硫化氢为3.40mg/m3、高位体积发热量为38.0mj/m3~38.5mj/m3。27.另一实施例与实施例1的不同之处在于：合成气出原料冷却器a2的温度为-140℃，合成气出原料冷却器b3的温度为-182℃，脱氢塔4的系统压力为1.65mpa，脱氢塔4塔釜液温度为-165℃，脱氢塔4塔顶的富氢气b出原料冷却器b3温度为-182℃，脱氮塔5的系统压力为1.1mpa，脱氮塔5塔顶得到的气相出脱氮塔塔顶冷凝器15的温度为：-165℃，脱氮塔5塔釜液的温度为：-160℃，脱甲烷塔6的系统压力为：0.7mpa，脱甲烷塔6顶部得到的气相出脱甲烷塔塔顶冷凝器17的温度为：-174℃，脱甲烷塔6塔釜液温度为：-167℃，甲烷精制塔7的系统压力为：0.2mpa，甲烷精制塔7塔顶气相出甲烷精制塔塔顶冷凝器19的温度为：-173℃，甲烷精制塔塔釜液温度为：-152℃；富氢气b、富氢气、富氮气、一氧化碳气体、甲烷精制塔塔顶分离器20分离出的一氧化碳气体出原料冷却器a2的温度为：20℃~40℃。28.从氢气闪蒸罐12顶部流出富氢气中氢气的体积浓度为85%~88%，从脱氢塔塔顶分离器14流出富氢气b中氢气的体积浓度为85%~88%，从脱甲烷塔塔顶分离器18分离出的一氧化碳气体的体积浓度为98.5%~99.0%，甲烷精制塔塔顶分离器20分离出一氧化碳的体积浓度为98.4%~98.8%，甲烷精制塔7塔釜得到产品lng，对lng产品进行取样分析，lng中甲烷摩尔分数为86.0%~89.7%、c4+烷烃的摩尔分数为1.7%~1.9%、二氧化碳摩尔分数为0.01%、氮气摩尔分数为0.95%~1.00%、氧气摩尔分数为0.1%、总硫（以硫计）为17.05mg/m3~19.21mg/m3、硫化氢为3.4mg/m3、高位体积发热量为38.4mj/m3~38.9mj/m3。29.另一实施例与实施例1的不同之处在于：合成气出原料冷却器a2的温度为-130℃，合成气出原料冷却器b3的温度为-178℃，脱氢塔4的系统压力为1.85mpa，脱氢塔4塔釜液温度为-155℃，脱氢塔4塔顶的富氢气b出原料冷却器b3温度为-179℃，脱氮塔5的系统压力为1.3mpa，脱氮塔5塔顶得到的气相出脱氮塔塔顶冷凝器15的温度为：-160℃，脱氮塔5塔釜液的温度为：-152℃，脱甲烷塔6的系统压力为：0.8mpa，脱甲烷塔6顶部得到的气相出脱甲烷塔塔顶冷凝器17的温度为：-169℃，脱甲烷塔6塔釜液温度为：-164℃，甲烷精制塔7的系统压力为：0.25mpa，甲烷精制塔7塔顶气相出甲烷精制塔塔顶冷凝器19的温度为：-172℃，甲烷精制塔7塔釜液温度为：-148℃。30.富氢气b、富氢气、富氮气、一氧化碳气体、甲烷精制塔塔顶分离器20分离出的一氧化碳气体出原料冷却器a2的温度均为：30℃~50℃。31.从氢气闪蒸罐12顶部流出富氢气中氢气的体积浓度为83%~86%，从脱氢塔塔顶分离器14流出富氢气b中氢气的体积浓度为80%~86%，从脱甲烷塔塔顶分离器18分离出的一氧化碳气体的体积浓度为98.9%~99.6%，甲烷精制塔塔顶分离器20分离出一氧化碳的体积浓度为98.8%~99.4%，甲烷精制塔7塔釜得到产品lng，对lng产品进行取样分析，lng中甲烷摩尔分数为88.6%~90.2%、c4+烷烃的摩尔分数为1.4%~1.6%、二氧化碳摩尔分数为0.01%、氮气摩尔分数为0.95%~1.00%、氧气摩尔分数为0.1%、总硫（以硫计）为14.83mg/m3~16.55mg/m3、硫化氢为3.2mg/m3、高位体积发热量为39.6mj/m3~40.5mj/m3。32.另一实施例与实施例1的不同之处在于：合成气出原料冷却器a2的温度为-120℃，合成气出原料冷却器b3的温度为-175℃，脱氢塔4的系统压力为2.00mpa，脱氢塔4塔釜液温度为-150℃，脱氢塔4塔顶的富氢气b出原料冷却器b3温度为-175℃，脱氮塔5的系统压力为1.4mpa，脱氮塔5塔顶得到的气相出脱氮塔塔顶冷凝器15的温度为：-150℃，脱氮塔5塔釜液的温度为：-145℃，脱甲烷塔6的系统压力为：0.9mpa，脱甲烷塔6顶部得到的气相出脱甲烷塔塔顶冷凝器17的温度为-170℃，脱甲烷塔6塔釜液温度为：-161℃，甲烷精制塔7的系统压力为：0.3mpa，甲烷精制塔7塔顶气相出甲烷精制塔塔顶冷凝器19的温度为：-165℃，甲烷精制塔7塔釜液温度为：-145℃。33.富氢气b、富氢气、富氮气、一氧化碳气体、甲烷精制塔塔顶分离器20分离出的一氧化碳气体出原料冷却器a2的温度均为：40℃~50℃。34.从氢气闪蒸罐12顶部流出富氢气中氢气的体积浓度为80%~84%，从脱氢塔塔顶分离器14流出富氢气b中氢气的体积浓度为75%~81%，从脱甲烷塔塔顶分离器18分离出的一氧化碳气体的体积浓度为99.5%~99.9%，甲烷精制塔塔顶分离器20分离出一氧化碳的体积浓度为99.4%~99.9%，甲烷精制塔7塔釜得到产品lng，对lng产品进行取样分析，lng中甲烷摩尔分数为87.6%~89.8%、c4+烷烃的摩尔分数为1.5%~1.8%、二氧化碳摩尔分数为0.01%、氮气摩尔分数为0.88%~0.97%、氧气摩尔分数为0.1%、总硫（以硫计）为15.52mg/m3~16.64mg/m3、硫化氢为3.5mg/m3、高位体积发热量为38.7mj/m3~39.4mj/m3。35.以上具体实施方式所述，仅为本发明的内容的实施例，任何熟悉本发明者对本创作的修改和变化，均属于本发明的专利范围内，而不仅限于实施例所述。









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